催化裂化装置设计工艺计算方法

催化裂化装置设计工艺计算方法催化裂化装置设计工艺计算方法催化裂化装置设计工艺计算方法催化裂化装置设计工艺计算方法编制仅供参考审核批准生效日期地址：电话：传真:邮编:第一章再生系统工艺计算1再生空气量及烟气量计算烧碳量及烧氢量烧焦量=×%=1700kg/hH/C=7/93(已知)烧碳量=17000×=15810kg/h=131705kmol/h烧氢量=17000×=1190kg/h=595kmol/h设两段烧碳比为85∶15且全部氢Ⅰ再生器中燃烧掉，又已知在I段烟气中CO2%(O)=CO%(O)=Ⅱ段不存在CO则Ⅰ段生成CO2的C为：××=h=hⅠ段生成CO的C为××=h=hⅠ段烧焦量=++595=h=hⅡ生成CO2的C即为Ⅱ段烧焦量=×=h=h理论干空气量的计算Ⅰ段碳燃烧生成二氧化碳需O2量×1=hⅠ段碳燃烧生成一氧化碳需O2量×=hⅠ段氢燃烧生成水需O2量595×=h理论需O2量=++=h=38736kg/h理论需N2量=×79/21=h=hⅠ段理论干空气量=O2+N2=h=hⅡ段碳燃烧生成CO2需O2量=h=hⅡ段碳燃烧生成CO2需N2=×79/21=h=hⅡ段碳燃烧生成CO2需N2==O2+N2=941kmol/h=h实际干空气量Ⅰ段再生烟气中过剩量为%,则%=过剩02量=h=h过剩N2量=×=224kmol/h=hⅠ段实际干空气量=理论干空气量+过剩的干空气量=h=hⅡ段烟气中过剩02为%=过剩O2量=kmol/h=h过剩N2量=×=h=hⅡ段实际干空气量=1300kmol/h=h湿空气量（主风量）由已知大气温度30℃相对温度70℃查空气湿焓图空气的湿含量为(水)/kg(干空气)则Ⅰ段空气中的水气量=h=hⅡ段湿空气量=干空气量+水气量=³/h主风单耗Ⅰ段==³湿空气/kg.焦Ⅱ段==³湿空气/kg.焦干烟气量 由以上计算可知干烟气中各组分的量如下：组分I段再生器II段再生器Kmol/hKg/hKmol/hKg/hCO2CO00H2OO2N228756总计湿烟气量及烟气组成I段再生器结果如下：按每吨催化剂带入1kg水气及设催化剂循环量1050吨组分流量组成%Kg/hKmol/h干烟气湿烟气CO2COO2N2总干烟气100生成水气10710595主风带入水汽待生剂带入水汽1050松动吹扫蒸汽1500总湿烟气100Ⅱ段再生器结果如下组分流量组成Kmol/hKg/h干烟气湿烟气CO2O2N22875679总的干烟气100主风带入烟气松动吹扫500总湿烟气100烟风比Ⅰ段==Ⅱ段==主风机选型根据所需主风量及外取热器吹入总流化风选轴流式主风机一台型号AV56—12主要性能参数入口压力出口压力MPa人口温度℃主风机出口温度k-1/kλ×T入==155℃取管线温降20℃，则主风入再生器出口温度为135℃再生器热平衡及催化剂循环阀的计算烧焦放热（按ESSO法计算）生成CO2放热=生成CO2的C量×生成CO2发热值=（+）×33873=×104KJ/h生成CO放热=生成CO的C量×生成CO发热值=4965×=×104KJ/h生成H2O放热=生成H2O的H量×生成H2O的发热值=1190×119890=×104KJ/h合计（++）×104KJ/h=×104KJ/h焦炭脱附热解吸催化剂上的焦炭燃烧总放热量的%,则焦炭脱附热=×104×%=×104KJ/h外取热器取热量Ⅰ再外取热器取热量×104KJh（取三催的标定数据）Ⅱ再内取热器取热量×104KJ/h（取三催的标定数据）Ⅰ段主风升温热Ⅰ段主风由135℃升温到671℃需热干空气升温需热=干空气量×空气比热×温差=××（671—135）=×104KJ/h水汽升温需热量=水汽量×水汽比热×温差=×104KJ/h段主风升温热干空气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h水气升温需热=×（710—135）=×104KJ/h焦炭升温需热全部焦炭在Ⅰ段再生器中升温所需热量焦炭量×焦炭比热×（Ⅰ段再生温度—反应器出口温度）=17000××（671—500）=×104KJ/hⅡ段烧焦量在Ⅱ再升温需热量=Ⅱ段烧焦量×焦炭比热×（Ⅱ段再生温度—Ⅰ段烧焦温度）=××（710—671）=×104KJ/h焦炭升温总热量为×104KJ/h待生剂带入水气升温需热水汽量×水比热×温差(Ⅰ段)=1050××(671—500)=×104KJ/h水汽量×水比热×温差（Ⅱ段）=1050××（710—671）=×104KJ/h合计：待生剂带入水汽升温需热×104KJ/h松动吹扫蒸汽升温需热Ⅰ段蒸汽量×焓差=1500×（3860—2812）=×104KJ/hⅡ段蒸汽量×焓差=500×（—2812）=×104KJ/h式中3860，2812分别为671℃。，过热蒸汽和183℃，Mpa的饱和蒸汽焓散热损失582×烧碳量=582×15810=×104KJ/h给催化剂的净热量给催化剂的净热量=焦炭燃烧热—（2－9项之和）＝23276×104KJ/h 催化剂循环量G×103××（710—500）=23276×104解得G=1010t/h再生器热平衡入方×104KJ/h出方×104KJ/h焦炭燃烧热焦炭脱附热主风升温需热焦炭升温需热水汽升温需热内外取热散热损失加热循环催化剂23276合计再生器物料平衡 入方kg/h出方kg/hI段干烟气I段干烟气II段干烟气II段干烟气待生剂待入烟气1080生成水汽10710I段主风带水汽带入水汽II段主风带水汽松动吹扫2000I段松动吹扫汽1500待生剂带入水汽1050II段松动吹扫汽500循环催化剂1010000焦炭17000循环催化剂1010000合计12501001250100剂油比剂油比==待生剂含炭量已知再生剂含炭为%,则Ⅱ段待生剂含炭量==%Ⅰ段半再生催化剂含炭量P为Ⅱ段待生剂催化剂的含炭量=%再生催化剂藏量W=2CBR/Ⅰ段中烧碳量=17000××=h催化剂含炭量=%过剩O2量为%压力因数=×=温度因数==∴Ⅰ段藏量W=同理Ⅱ段藏量W=烧焦强度Ⅰ段==吨催化剂.hⅡ段=kg焦/吨催化剂.h第Ⅰ再生器尺寸计算I再密相段气体（设1吨催化剂带1kg烟气）项目分子量Kmol/hKg/h湿烟气外再热流化风29催化剂带走烟气1030合计密相床直径取密相床密度300kg/m3稀相段平均密度25kg/m3密相段高度为9m稀相段高度为12m密相段中点压力=密相段温度=273+671=943k气体体积流率=s取密相段线速为s密相段直径=密相段的高度再生器密相床体积==222cm3密相段高度==稀相段直径稀相段中点压力=稀相段温度=675+273=946K气体体积流率=s取稀相直径=稀相线速=s稀相段高度取稀相段高度为12m过渡段高度取过渡角为45度过渡段高度为催化剂的停留时间==再生器体积烧焦强度==m3h旋风分离器的选型和计算选型选国内开发的PV型旋分器6组并联2级串联1级入口面积料腿直径Φ426×12筒体直径Φ14102级入口面积料腿直径Φ219×12筒体直径Φ1410计算级旋分器入口线速湿烟气体积流速=×=47m3/s线速=s(18~24m/s)选6组合适复核二级入口线速二级入口线速=<35m/s在允许范围内核算料腿负荷1级料腿负荷Ⅰ再生烟气密度==m3催化剂的平均筛分组成dp=µ密度ρp=查《FCC工艺设计》图7－4得气体饱和携带量Es=旋分器入口固体浓度G=Es×V=一级料腿质量流率=244-366kg/m2s范围内旋分器压降计算一级旋分器压降由--气体密度kg/m3D-筒体直径Re—雷诺数最小料腿长的计算一级料腿长度=+（9-3）×（300-350）+12×25/350=式中为管内密度kg/m3取350kg/m3入口中心线至灰斗底的距离为净空高度大于+Z+1=稀相段高度12m小于12m所以满足。二级料腿高度=二级入口中心线至灰斗底的距离为净空高度应大于+Z2+1=净空高度12m小于12m所以满足要求。II再生器的计算II再密相段气体（设1公斤催化剂携带1kg烟气）项目分子量Kmol/hKg/h湿烟气催化剂带走烟气与再生器催化剂带入烟气抵消合计段再密度直径Ⅱ段密度段平均密度取170kg/m3高度取6m稀相密度20kg/m3高度8m压力P=+（6×170×+8×20）×10-5=温度=273+710=983K气体体积流率=××=s取Ⅱ再密相段气体线速s则直径=取现场数据实际线速=sⅡ再密相高度密相段体积=密相段高度==取6mⅡ再稀相段直径压力P=××8×20×10-5=V=×××=s取稀相线速s则直径=取实际线速==sⅡ再稀相段高度Ⅱ再稀相段高度为2m过渡段高度取过渡角45度则过渡段高度=×（—）=1m催化剂的停留时间==Ⅱ再体积烧焦强度==旋分器的选型和计算选型选用布埃尔型旋分器2组2级串联1级选用46﹟入口面积筒体直径ф1193料腿直径ф325×102级选用42﹟入口面积筒体直径ф1092料腿直径ф168×10计算入口线速湿烟气体积流率=×××=su=su在工艺允许的18-24m/s之间所选2组合适复核2级入口线速2级入口线速==s<35m/s合适复核料腿负荷1级料腿：再生烟气密度=m3dp=μ（前已计算）ρp=m3则查《FCC工艺设计》图得气体饱和携带量Es=ρg=m3旋分器入口固体浓度G=Es×V=s一级料腿质量流率=在244-366kg/m2s范围内二级料腿假定是1级旋分器效率的90%则二级料腿固体流率=×10%=m2s二级料腿质量流率==m2s旋分器压降计算其中γ汽=K=γ混=m3一级旋分器压降=×10-5u12/g×(Kγ混+γ汽)=cm2二级旋分压降=cm2最小料腿长的计算一级料腿长度Z1==入口中心线至灰斗底的距离为净空高度应大于Z1+1+=设计稀相段高度8m满足要求。二级料腿的长度==二级料腿应大于Z2+1+=设计稀相段高度为8m满足要求。第二章提升管反应器的工艺计算分子量的确定以汽油为例取稳定汽油d420=tv==斜率=t90—t10/90—10=注混合蜡油常渣94%，焦化蜡油6%有效数据采用三催标定数值和设计数据提升管膨胀吹汽50kg/h,半再生和再生斜管吹汽400kg/h(包括平均蒸汽100kg/h)均为250℃饱和蒸汽油浆外甩不回炼其数据见表II—4稳定汽油轻柴油油浆混合蜡油tvk校正值—10—9—4—6T中M94195325430几个主要参数的计算回炼比回炼比===总转化率总转化率=×100%==%单程转化率单程转化率=×100%=%轻质油收率轻质油收率=×100%=×100%=65%总液体收率总液体收率=液态烃+汽油+轻柴油=18++=83%提升管直径和长度的计算物料平衡入方物料表Ⅱ-2-1项目质量流量kg/h分子量M千摩尔流量kmol/h新鲜原料200×103430回炼油12×103430循环催化剂1030×103再剂带入烟气103029水蒸气1710018950其中进料雾化×103预提升×103膨胀节物料吹扫×103合计1249330油+汽合计229106出方物料表Ⅱ-2-2项目质量流量分子量M千摩尔流量裂化气×10330汽油×10394轻才×103195油浆×103325回炼油12×103430烟气103029水蒸汽1710018950催化剂+焦炭×103损失×10330合计1249330油+气合计×103进料预热温度反应热平衡入方热再生催化剂带入热量Q1=G××（706—500）×103=×104KJ/h催化炭吸附热Q2=焦炭脱附热=×104KJ/h带入烟气放热Q3=G×%××（706—500）=×104KJ/h带入水汽放热Q4=G×%××（706—500）=×104KJ/h出方热反应热Q1=9127×催化碳=×104KJ/h催化碳=总碳—附加碳—可汽提碳=9868总碳=焦炭量×=15810KJ/h可汽提碳=G×%=1030×103附加碳=新鲜原料×残碳×=200×103×%×=h原料油由预热温度升至反应温度所需热量物流Kg/h入方出方温度焓KJ/kg温度焓KJ/kg新鲜原料20×103TI500回炼油12×103500Q2’=200×103×（365×—I2）+12×103××（370—205）=×104—20I2×104各蒸汽由始态为反应状态吸热量Q3’=17100×（—）×=789×104KJ/h250温度的焓为×500温度的焓为×损失的热量Q4=×生成焦碳量=×15810=×104KJ/h列热平衡方程Q放=Q吸I=I，Q1，+Q2，+Q3，+Q4，=Q供29794×104=×104+×104—20I2×104+789×104+×104)×解得：I2=（—29794）/20×=kg反查焓图得原料油预热温度为243℃。提升管进油处温度（猜算法）入方热设催化剂烟气和水蒸气内710℃降至t℃，放出热量Q放=1016×103×（710—t）+1016×（710—t）+1016×（710—t）=×104（710—t）出方热（吸热）原料油和水蒸气吸收热量Q吸=（200×103×Ⅰ1—200×103×143×+12×103×Ⅰ1×—12×103×205×+17100（Ⅰ2—）×Ⅱ-2-3和表Ⅱ-2-4列热平衡方程Q放=Q吸假设t℃，保证Q放=Q吸×104×(710-t)=×104I1+×104I2)×假设t=519℃Ⅰ1=380kcal/kgⅠ2=828kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h假设t=517℃Ⅰ1=379kcal/kgⅠ2=827kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h假设t=517℃Ⅰ1=378kcal/kgⅠ2=825kcal/kgQ放=×104KJ/hQ吸=×104KJ/h所以当t=518℃Q放=Q吸即518℃为原料提升管处气化温度提升管反应器直径和高度的确定提升管直径的确定设提升管直径D=设进油处至沉降的顶P的压降为则提升管进油处压力为顶压+=+=合算提升管下部气速由物料平衡中得油气+蒸汽+烟气总汽率为h所以下部气体体积流率为V1=1478××=s则下部线速U=V1/F=s核算提升管出口线速由物料出口处油气总汽率为hP1=+=V2==sU1=V2/F=s核算结果：提升管入口线速s在—8m/s范围内提升管出口线速s在8—18m/s范围内故所选提升管直径是可行的。提升管高度的计算提升管平均线速u平=催化剂在提升管内的停留时间2-4s取3s则提升管长度L=取32m实际停留时间=提升管压降计算本设计采用埃索研究工程公司设计《FCC》212页提升管平均视密度提升管压降静压头颗粒加速度及转向的压降N=1+1+=（二次转向+出口损失）摩擦压降 =×10-8×（L×平×u平2÷D）=57kg/m2与假设值基本相等，不必重新计算预提升管直径和高度的确定预提升高度考虑到进料口喷嘴下面有预提升直径进口，再生催化剂斜口管入口，事故进口管等，高度取4m.预提升管直径预提升管气体的摩尔流率为催化剂带入烟气1030kg/hh催化剂带入水汽1030预提升直径5400300进料事故蒸汽量500体积流率V=××=h取蒸汽流速4m/s则预提升段直径D===取实际线速U=V/=×=s结合以上计算流率提升管尺寸如下预提升段长度4m直径反应段36m内径其中32m为直立管，4m为水平管，提升管长度40m直立管36m提升管进料喷嘴计算密度的确定在243℃原料预热温度下的密度==查回炼油密度为=体积流率的确定新鲜原料=s回炼油=s进料喷嘴的确定取喷嘴直径ф50，计算喷嘴线速2m/s本设计采用新鲜原料与回炼油混合进料，设油组数为n个则取n=6个偶数所以u=s>2m/s油气混合物直径喷嘴的线速雾化蒸汽量594kmol/hV气=/h提升管中平均线速u平=s两者之差>30m/s故6个喷嘴合适。沉降器尺寸的确定沉降器直径的确定沉降线速—s，设平均高度9m,密度5kg/m3,则沉降器中点压力P=+=气体体积流率=提升管出口气体量+气提蒸汽量=+3500/18=h一般按水蒸气/催化剂设计V==s取沉降线速U=sD=取沉降高度的确定U=s查图7—3TDH，=设TDH，=TDH=，+=×4+=所以圆整取沉降器高度9m.汽提段工艺尺寸的确定汽提段直径的确定《FCC》工艺设计推荐汽提段的直径可按催化剂在汽提段的质量流速176—234T/确定。取200T/则汽提段的面积F=催化剂循环量+焦炭量/200×103=D==汽提段高度的确定取汽提段高度的经验值8m。过渡段过渡角为45度。过渡段高度==汽提段挡板的确定挡板采用圆型挡板与水平成45度角挡板间距取800mm挡板层数9层由《FCC》工艺设计推荐汽提段内一排挡板间的最小自由截面积为汽提段截面积的43%-50%，取48%。自由截面积A′=48%×=汽提段挡板内径dodo==催化剂在汽提段内的停留时间《FCC》工艺设计下选取汽提段内催化剂密度为550kg/m3藏量=汽提段密度×汽提段体积=550××8=22616停留时间==催化剂下移速度==s(<s)汽提段上升蒸汽速度压力P=P汽+（×ρ密×h密+h过×ρ过+h稀×ρ稀）×10-5=+（×550×8+×200+9×5）×10-5=温度T=（500-20）+273=753K气体体积流率=汽提蒸汽+夹带的油气量=（+）×××=s气体速度==s汽提蒸汽管蒸汽压力温度250℃主管口径设主管气体流速u=20m/s《FCC》工艺设计下选取12-25m/s汽提蒸汽体积流量V==sD===喷孔数压力P=V==s喷孔直径10-20mm取20mm孔速50-70m/s取60m/s则V=n××60×n=取40个实际喷孔速==s汽提蒸汽管在最下面一层挡板下面沉降器粗旋分器的计算粗旋选型用国内开发的PV型旋风分离器入口面积3筒体直径φ1514料腿直径φ754×12确定粗旋的组数选用3组并联P=028MP油气体积流率=××=su1===s粗旋料腿负荷的计算设粗旋效率为90%G=1010×103×90%=909kg/h则料腿负荷==kg/m3粗旋料腿高度的校核ρg===kg/m3Ci==m3Re==×106ξ=××××=××××=Po=×+×（10/）×（×2）=+××==m2粗旋出口的浓度===4kg/m3根据稀相线速当u=s催化剂带出量为m3 =4+=m3 ===料腿粗旋在反应>+即+3+1=一级入口中心线至灰斗底的距离为所以净空高度应>m即+1+=设计净空高度为9m大于满足粗旋压力平衡要求沉降器单旋旋分器的计算单旋选型采用国内开发的PV型旋风分离器入口面积3筒体直径φ1624料腿直径φ426×12确定单旋的组数入口线速==s料腿负荷选3组料腿负荷G=1